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1、资料、乙刖百化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精储是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力
2、大于板效率提高产量15位右;而压降可降低30%fc右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%勺苯-甲苯混合液4万吨的筛板精储塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在设计过程中应考虑到设计的精储塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接
3、关系到生产过程的经济问题。目录第一章绪论1精馏条件的确定1精馏的加热方式1精馏的进料状态1精馏的操作压力1确定设计方案2工艺和操作的要求2满足经济上的要求2保证安全生产2第二章设计计算2设计方案的确定2精馏塔的物料衡算3原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3物料衡算3塔板计算3理论板数NT的求取3全塔效率的计算4求实际板数4有效塔高的计算4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5操作压力的计算5操作温度的计算5平均摩尔质量的计算5平均密度的计算6液体平均表面张力的计算7液体平均黏度的计算8气液负荷计算8塔径的计算塔板主要工艺尺寸的计算9溢流装置计算9塔板布置11
4、筛板的流体力学验算塔板压降12精馏段筛板的流体力学验算塔板压降12141416错误 ! 未定义书签。提馏段筛板的流体力学验算塔板压降13塔板负荷性能图精馏段塔板负荷性能图提馏段塔板负荷性能图第三章设计结果一览表第四章板式塔结构18塔顶空间18塔底空间18人孔18塔高18第五章致谢20参考文献21第一章绪论精馏条件的确定本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。1.1.1 精馏的加热方式蒸馏釜的加热方式通
5、常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。1.1.2 精馏的进料状态进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；
6、若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。故此设计采用泡点进料。1.1.3 精馏的操作压力精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。确定设计方案确
7、定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.2.1 工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪
8、表（如温度计、压强计，流量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。1.2.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。1.2.3 保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受
9、到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第二章设计计算设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。精储塔的物料衡算2.2.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率(生产能力)进料量：F=85000t/年苯的摩尔质量MA=mol甲苯的摩尔质量M
10、B=mol2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.2.3 物料衡算原料处理量总物料衡算苯物料衡算联立解得：F 8500000085.9612 7200F=D+W137kmol/h1.37 102 kmol/h0.44F 0.983D 0.024WD=hW=h塔板计算2.3.1 理论板数NT的求取(1)相对挥发度的求取查温度-组成图得td=80Ctw=C(由表2)当取td=80C时当取td=C时PA146.004kpPB58.94kp(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1,q线为一垂直线，故Xp冷0.44,根据相平衡方程有最小回流比为对于平衡曲线不正常情况下，取回流比R=
11、RinR=(3)精储塔的气、液相负荷(4)操作线方程精微段操作线方程提储段操作线方程(5)逐板法求理论板数计算过程如下相平衡方程x即y11x2.5x11.5x变形得:y2.51.5y精微段操作线方程提储段操作线方程用精微段操作线和相平衡方程进行逐板计算：故精储段理论板数n=7用提储段操作线和相平衡方程继续逐板计算：故提储段理论板数n=8(不包括再沸器)2.3.2 全塔效率的计算由td=80Ctw=C计算出tm=C根据表6分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度内差法计算出A0.271mPaS,B0.278mPaS平均粘度由公式，得根据奥康奈尔(Oconnell)公式计算全塔效率ET2.3.3 求实际
12、板数精储段实际板层数提储段实际板层数全塔共有塔板28块，进料板在第14块板。2.3.4 有效塔高的计算精储段有效塔高提储段有效塔高在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,故有效塔高Z4.85.60.6211.6m精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1 操作压力的计算塔顶操作压力P=kPa每层塔板压降中=kPa进料板压力PF=+x13=塔底操作压力Pw=+X15=精微段平均压力%1=（+）12=kPa提馏段平均压力Pm2=（+）/2=2.4.2 操作温度的计算塔顶温度tD80进料板温度tF92.6塔底温度tW107精馏段平均温度tm1=（80+）/2=提馏段平均温度tm2=（+1
13、07）/2=2.4.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由由XDy10.983带入相平衡方程，得Xi二进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得yF=,xF=塔底平均摩尔质量计算92.13 91.99(kg /kmol)由Xw=,由相平衡方程，得yW二Ml,wm0.0178.11(10.01)精微段平均摩尔质量提储段平均摩尔质量2.4.4 平均密度的计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算,精储段的平均气相密度即PMvm105.8580.66RTm8.314 86.3 273.152.86(kg/m3)提储段的平均气相密度液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即aAaBLmLALB
14、由tD=80C,查手册得A 815kg/m3B 810kg/m3塔顶液相的质量分率求得0.9810.98 0.02徂行 L,D814.9kg/m3由tf=C,查共线图得A 800.9kg/m3_ 3B 797.63kg/m塔顶液相的质量分率求得A0.43 78.110.43 78.111 0.4392.130.3910.390.61砥 彳寸LF800.09797.631-, mL,Fm 800kg/m3c.塔底液相平均密度的计算由 tw= 107C ,A 783.96kg/m3b 783.3kg / m3塔顶液相的质量分率A0.01 78.110.01 78.11 1 0.01 92.130.08510.085 1 0.085LW 783.96783.3得 l w730kg / m3,m精储段液相平均密度为Lm814.9 80023807.45 kg / m3提储段液相平均密度为2.4.5 液体平均表面张力的计算n由公式：LmXllL1a.塔顶液相平均表面张力的计算21.69(mN/m)由td=80C,查手册A21.27(mN/m)b.进料板液
